Đồ án Tính toán thiết kế hệ thống thiết bị sản xuất khí tổng hợp (CO +N2 +H2) phục vụ cho công nghiệp tổng hợp NH3 thông qua phản ứng chuyển hoá Methane bằng hơi nước

dụng nhiệt thải từ các khí lò thoát ra khỏi bộ phận bức xạ. Khí thải được thoát ra ngoài bằng quạt hút hoặc qua ống khói. Hiệu suất của hệ thống trên thường đạt được đến khoảng 90%, và cộng thêm hệ thống gia nhiệt sơ bộ không khí có thể làm tăng hiệu suất lên tới chừng 95%. Hình I.4.1 cho thấy các đặc trưng phân bố nhiệt độ, độ chuyển hoá, tốc độ phản ứng, và profile hệ số hiệu dụng của xúc tác dọc theo chiều dài ống. Nó cho thấy rằng phần lớn khí nhanh chóng đạt tới một thành phần gần với cân bằng khi qua thiết bị reforming, khi đó kết quả là tốc độ phản ứng tỷ lệ với gradient nhiệt độ theo hướng trục, dT/dz, như là một động lực của quá trình. Nhiệt lượng cần thiết phải đưa vàohệ thống, cũng được gọi là năng suất của thiết bị reforming, Q, là sự chênh lệch giữa các Enthalpy của các khí ra và các khí vào, và nó có thể được tính toán một cách dễ dàng từ bảng enthalpy, như được trình bày trong bảng -5.6[III] Năng suất độ đó bao gồm nhiệt của phản ứng cũng như nhiệt lượng cần thiết để nâng nhiệt độ tới mức nhiệt độ đầu ra của thiết bị reforming. Năng suất này có thể được tính toán trực tiếp từ các công thức gần đúng trong bảng /4/-5.6, khi đó chúng được kết hợp với nhiệt sinh của các khí có mặt trong hỗn hợp. Trong một lò reforming kiểu ống điển hình, khoảng 50% nhiệt được sinh ra do sự đốt cháy trong các đầu đốt được truyền qua các thành ống của thiết bị reforming và được cấp cho quá trình thu nhiệt (trong một thiết bị sản xuất amôniắc: 60% nhiệt cho phản ứng, 40% nhiệt cho việc nâng nhiệt độ). Phần còn lại của năng suất đốt đó có thể chứa trong khí lò nóng và được lấy lại ở bộ phận thu hơi nhiệt thừa của thiết bị reforming và để dùng cho các thiết bị gia nhiệt sơ bộ và cho việc sản xuất hơi nước. Theo cách này toàn bộ hiệu suất nhiệt của thiết bị reforming khoảng chừng 95%. Cân bằng giữa nhiệt cấp qua các thành ống của thiết bị reforming và lượng nhiệt tiêu thụ trong các phản ứng reforming thu nhiệt là vấn đề chủ chốt trong quá trình reforming bằng hơi nước. Giá trị ứng suất cho phép lớn nhất trong các ống bị ảnh hưởng rất mạnh bởi nhiệt độ cực đại thành ống và bởi dòng nhiệt cực đại. Ngay cả một sự tăng nhỏ của nhiệt độ cực đại của thành ống cũng có thể dẫn tới sự giảm ghê gớm độ bền mong muốn của ống. Các ống trong thiết bị reforming là đối tượng (chi tiết) chịu các ứng suất lớn khi chúng làm việc tại các nhiệt độ cao với các gradient nhiệt độ rất lớn. Các ống trong thiết bị reforming thường được thiết kế với thời gian làm việc trung bình là 100.000 giờ, và phải rất thận trọng khi lựa chọn giá trị cưc đại của dòng nhiệt trao đổi, kích thước ống, các nhiệt độ thiết kế và các vật liệu ống. Các vật liệu mới có đặc tính co giãn tốt hơn, cho phép việc thiết kế bề dày thành ống giảm đi đáng kể và do đó có thể tăng được dòng nhiệt và nhiệt độ. Nhiệt lượng được truyền trên một đơn vị thời gian và một đơn vị thể tích xúc tác có thể tính được từ mô hình lò phản ứng giả đồng thể một một thông số (I.4.15) Trong đó : rv : Vận tốc phản ứng hiệu dụng, trên cơ sở thể tích. (kmol/h/m3) CP : Nhiệt dung riêng. (KJ/kg.K) dt : Đường kính trong của ống. (m) HQ : Nhiệt lượng được truyền. (kcal/h/m3 bed) DH : Nhiệt phản ứng. (KJ/kmol) TCAT : Nhiệt độ của xúc tác . (K) TW : Nhiệt độ thành ống. (K) T : Nhiệt độ. (K) us : Vận tốc bề mặt. (m/h) U : Hệ số truyền nhiệt tổng. (KJ/m2/h/K) rg : Khối lượng riêng của khí. (kg/m3) z : Khoảng cách trục. (m) Hai đại lượng vế bên phải thể hiện nhiệt được hấp thụ bởi các phản ứng reforming và điều đó được dùng để làm tăng nhiệt độ của khí tương ứng. Nhiệt cấp qua thành ống của thiết bị reforming tạo ra các gradient nhiệt độ hướng kính và các gradient nồng độ hướng kính cộng với các gradient nhiệt độ và nồng độ theo chiều trục. Các gradient nhiệt độ hướng kính có ý nghĩa quan trọng với các giá trị dT/dr lớn tại thành ống, trong khi đó, các gradient nồng độ hướng kính là không đáng kể. Điều này có nghĩa là ở gần thành ống, sẽ tồn tại một sai lệch đáng kể so với trạng thái cân bằng. Hiện tượng này là quan trọng cho sự tạo thành carbon như được giải thích ở phần trước. Do đó, mô hình thiết bị phản ứng với hai thông số là cần thiết khi cần phải hiểu biết cặn kẽ hơn về sự biến đổi của các prôfile nhiệt độ. Nhiệt được truyền từ thành ống theo hướng kính của lớp xúc tác và sau đó qua màng khí bao quanh mỗi phần tử xúc tác. Hệ số hiệu dụng của xúc tác, h, giảm từ đầu vào lò phản ứng với các giá trị thông thương là nhỏ hơn 0,1 như được minh hoạ trên hình I.4.1. Những hạn chế về chuyển khối liên quan chủ yếu tới quá trình khuếch tán bên trong hệ thống mao quản của xúc tác, trong khi những hạn chế về truyền nhiệt lại là ở trong màng khí bao quanh phần tử xúc tác. Phản ứng thu nhiệt rất mạnh, tạo ra sự giảm nhiệt độ 5 á 100C qua màng khí mặc dù tốc độ chuyển khối cao, tương ứng với các chuẩn số Reynold khoảng 100.000. 5.8.2 Thiết bị refoming thứ cấp Trong sản xuất NH3 thì lò buồng của chuyển hoá cấp 2 được sử dụng để chuyển hoá phần hydrocacbua còn lại chứa trong khí chuyển hoá cấp 1( lò ống) đồng thời cũng đưa được một lượng N2 vào trong khí chuyển hoá. Khí chuyển hoá từ lò ống theo hai ống dẫn khí có lót gạch chịu lửa đi vào phần trên của lò buồng. Khí có nhiệt độ khoảng750 -850oC. ở phần hình nón của lò nó được trộn với không khí đã được nung nóng trước đến 500-600oC. Không khí vào lò phản ứng qua một thiết bị phân phối đặc biệt( đèn khí). Đèn khí được chế tạo từ thép chịu nhiệt không gỉ. Trong phần hình nón của lò xảy ra qúa trình cháy của H2 và CH4 của khí chuyển hoá với toàn bộ lượng O2 của không khí . Quá trình cháy tiến hành với ngọn lửa ngắn và kết thúc ngay trong thể tích tự do của lò trước khi đi vào lớp xúc tác và lớp gạch lót lò không bị tiếp xúc với nhiệt độ cao. Cường độ nhiệt trong phần thể tích tự do của lò 4-6.106 kcal/m3 . Nhiệt độ của khí trong phần trên của lò khoảng 1200-1300oC . Việc tính toán chính xác nhiệt độ có khó khăn bởi vì ngoài phản ứng cháy của H2 và CH4 với oxy còn có phản ứng thu nhiệt CH4 +H2O. Nhờ nhiệt lượng toả ra ở phần trên của lò sẽ tiến hành phản ứng các phản ứng chuyển hoá CH4 còn lại trong khí với hơi nước trên lớp xúc tác Ni. Nhiệt độ khí chuyển hoá ra khỏi lớp xúc tác Ni được xác định bởi trạng thái cân bằng nhiệt của hệ thống. Nhiệt độ ra khỏi lớp xúc tác của khí chuyển hoá là 1000-1100 oC. Nhiệt lý của khí chuyển hoá được sử dụng để sản xuất hơi nước quá nhiệt có nhiệt độ và áp suất cao. Ra khỏi nồi hơi thì khí chuyển hoá có nhiệt độ gần 400oC đi chuyển hoá CO bằng hơi nước. Lò chuyển hóa là một thiết bị hình trụ chế tạo từ thép ít C. Vật liệu chế tạo lò phản ứng không được chứa lớn hơn 0,5% Si. Giữa buồng lò và vỏ lò người ta lót 2-3 lớp vật liệu cách nhiệt. Trong một vài loại lò chuyển hoá người ta lót một vài lớp bê tông chịu nhiệt có hàm lượng Si nhỏ trong lớp tiếp xúc với khí chuyển hoá. Sự làm việc ổn định của lò chuyển hoá phụ thuộc khá nhiều vào chất lượng của lớp lót lò . Xúc tác Ni dạng vòng đệm được nạp vào buồng lò qua ống ở phía trên, ống đó thường được đặt trên thiết bị trộn lẫn. Để bảo vệ lớp xúc tác khỏi tiếp xúc với nhiệt độ cao và ngọn lửa trực tiếp trong trường hợp có sự cố thì người ta đặt một lớp xúc tác Ni thứ hai ngay lên trên, lớp này có khả năng chịu nhiệt cao hơn. Trở lực của hai lớp xúc tác không lớn hơn 0,5 at. Khi cần lấy xúc tác ra khỏi lò người ta sử dụng phương pháp vận chuyển bằng khí động. Để kiểm tra sự làm việc của lò người ta đo nhiệt độ của hỗn hợp khí khi vào lò, khí chuyển hoá ra khỏi lớp xúc tác và sau nồi hơi. Phần II. tính toán hệ thống thiêt bị chuyển hoá Khí tự nhiên Chương I. Cơ sở lý thuyết tính toán thiết bị xúc tác dị thể 1.1. Cân bằng chất Chấp nhận giả thiết hay nói cách khác là chấp nhận mô hình giả đồng thể. Điều đó có nghĩa là chấp nhận phản ứng xảy ra trên bề mặt phân chia giữa các pha như là phản ứng xảy ra trong không gian liên tục. Do đó vận tốc hiệu dụng của phản ứng cũng được tính như là vận tốc của phản ứng trong một đơn vị thể tích trong môi trường giả đồng thể đó. Thực tế phản ứng chỉ xảy ra ở bề mặt tiếp xúc giả môi trường liên tục pha rắn, nhưng ta không tính như vậy, ta xét một đơn vị thể tích hoặc khối lượng để tính toán vận tốc hiệu dụng. (reff)ms rl = (reff)msrb(1-e) (reff))VR = (reff)ms rl =(reff)msrb(1-e) (reff)ms - tốc độ phản ứng tính trên một đơn vị khối lượng xúc tác (reff)VR - tốc độ phản ứng tính trên một đơn vị thể tích xúc tác rl - khối lượng riêng đổ đống của lớp e - độ xốp của lớp xúc tác tĩnh Mô hình giả đồng thể này dễ chấp nhận và có thể khi kích thước tương đương của phân tử rắn rất nhỏ hơn so với kích thước tương đương của thiết bị. Hơn nữa các xúc tác thường phân bố khá đều trong không gian chứa chúng, nên môi trường liên tục bao quanh các phân tử xúc tác thường khá đồng nhất. Thực tế thì quá trình vận tải bên ngoài xảy ra đủ mạnh do vận tốc dòng đủ lớn, và chính vì vậy chênh lệch nhiệt độ giữa bề mặt hạt xúc tác và môi trường là không nhiều. Vấn đề của mô hình dị thể là phải mô tả phản ứng xảy ra trên bề mặt như thế nào. Thông thường ta sử dụng phương trình cân bằng chất đối với hệ Tọa độ trụ vì các thiết bị phản ứng xúc tác tĩnh thường có dạng hình trụ (hình ống): (II.1.1) Trong đó: Ci - nồng độ cấu tử thứ i wZ, wR - vận tốc hướng trục và hướng kính DZ, DR - hệ số khuyếch tán hướng trục và hướng kính m - số phản ứng xảy ra trong hệ ri - vận tốc phản ứng của phản ứng thứ j - lượng của cấu tử thứ i trong phương trình phản ứng thứ j Nếu hệ chỉ có một phản ứng hoá học (m=1), khi đó: (II.1.2) Xem , nghĩa là khuấy trộn dọc trục không đáng kể, chỉ có ý nghĩa phân bố đều. Nếu gọi w’, Dz’, DR’ là vận tốc dòng theo hướng trục, hệ số khuyếch tán theo hướng trục và hướng kính cho toàn bộ tiết diện của dòng (nghĩa là xem như ống rỗng) thì ta có: Trong đó - thể tích toàn bộ ống q - tiết diện ngang của ống - phần không gian tự do của phần tử rắn Cũng như trường hợp trên khí hệ số khuyếch tán là hằng số và quá trình là ổn định thì ta có phương trình cân bằng chất như sau: (II.1.3) Xác định các điều kiện biên: , , Điều này có nghĩa là tại vị trí đó phản ứng chưa xảy ra, nồng độ chỉ giảm do hiệu ứng khuyếch tán. Hoặc tại tiết diện z=0 sự thay đổi nồng độ của cấu tử Ai chỉ hoàn toàn do hiệu ứng khuyếch tán dọc trục. Điều kiện biên đối xứng (tại biên thiết bị) (tại tâm thiết bị) - bán kính của lớp xúc tác - nồng độ ban đầu của cấu tử thứ i Để giải bài toán người ta sử dụng các biến không thứ nguyên. Đặt Khi đó phương trình cân bằng chất sẽ có dạng như sau: (*) Trong đó: L - chiều dài của thiết bị dP - đường kính tương đương của phần tử rắn (xúc tác) , chuẩn số Peclet theo hướng trục , chuẩn số Peclet theo hướng kính Với giá trị - độ nhớt động lực học của môi trường chuyển động Các nghiên cứu cho thấy rằng với 20 < Re < 400 thì ta có và được xác định bằng đồ thị. Có thể lấy giá trị của thuộc khoảng 8á11. Qua đó chúng ta thấy rằng tỷ số là rất nhỏ, điều này có nghĩa là ảnh hưởng của hiệu ứng khuyếch tán theo hướng kính không đáng kể, và nếu theo hướng trục cũng vậy thì ta có phương trình cân bằng chất của trường hợp đẩy lý tưởng. Rõ ràng từ phương trình (*), ảnh hưởng của khuấy trộn dọc trục được đặc trưng bởi hạng tử thứ hai và ảnh hưởng của khuấy trộn theo hướng kính được đặc trưng bởi hạng tử thứ ba là không đáng kể, do đó lớp xúc tác tĩnh có phương trình cân bằng chất rất đơn giản. (II.1.4) (II.1.5) Nhân cả tử và mẫu với q và chú ý (II.1.6) (II.1.7) (II.1.8) Lấy tích phân hai vế của phương trình (II.1.8), ta tìm được thể tích lớp xúc tác để đạt được độ chuyển hoá uK với nồng độ CKo. 1.2. Cân bằng nhiệt: Quá trình truyền nhiệt giữa dòng chảy của môi trường liên tục và một lớp hạt có thể nói là rất phức tạp. Thông thường người ta đặt tương quan đại lượng được gọi là hệ số truyền nhiệt hiệu dụng (leff). Hệ số này phụ thuộc vào nhiều yếu tố như: Nhiệt độ Vận tốc dòng Kích thước phân tử rắn Độ xốp của lớp Độ dẫn nhiệt của môi trường liên tục và của vật thể rắn Có một điều chắc chắn rằng là theo hướng của dòng chảy, thì rõ ràng hiệu quả truyền nhiệt thông qua dẫn nhiệt sẽ kém hơn so với so với dòng đối lưu, và như vậy có thể xem lz @ 0. Mặt khác, cho đến nay ta cũng xem vận tốc dòng theo hướng kính là không đáng kể, nghĩa là wR=0, và ta xem lR = const thì khi đó ta có phương trình cân bằng nhiệt của hệ ổn định như sau: (II.1.9) Trong đó: Cp - nhiệt dung riêng của hỗn hợp phản ứng DRHj - nhiệt phản ứng thứ j T - nhiệt độ của hệ phản ứng Khi hệ chỉ có một phản ứng hoá học (m=1) xảy ra thì ta có: (II.1.10) Phương trình cân bằng nhiệt này cũng được đặt trên giả thiết của mô hình giả đồng thể, nghĩa là xem nhiệt độ của pha liên tục và pha rắn là như nhau tại một điểm. Trường hợp mô hình giả đồng thể không được chấp nhận, ta phải hình thành phương trình cân bằng nhiệt riêng cho mỗi pha tại mỗi điểm, và điều này làm cho vấn đề trở lên rất phức tạp. Để tính toán thiết bị phản ứng ta phải giải đồng thời hai phương trình cân bằng chất (II.1.8) và cân bằng nhiệt (II.1.9). 1.3. Tính toán thiết bị xúc tác lớp tĩnh: 1.3.1 Tính toán thiết bị xúc tác lớp tĩnh đẳng nhiệt: Phương trình cân bằng chất có dạng: (II.1.11) Gọi , - chuẩn số Bodenstein Với phản ứng bậc 1 ta có: - hằng số vận tốc phản ứng hiệu dụng trên một đơn vị khối lượng xúc tác Gọi Phương trình trên cho ta biết quan hệ giữa tốc độ phản ứng hoá học và thời gian vận tải hay thời gian lưu . - chuẩn số Damkualer I ống hoặc độ chuyển hoá cuối cùng uk của cấu tử thứ k nào đó. Nếu trong phương trình (II.1.11) giá trị đủ lớn thì giá trị đủ nhỏ Khi đó ta có: (II.1.12) đây là phương trình cân bằng chất cho ống trụ có dòng chảy thực. Nghiệm của phương trình này là nồng độ của cấu tử thứ i (Ci) tại bất kỳ điểm nào dọc, khi đó ta xem ảnh hưởng của số hạng thứ hai trong phương trình đặc trưng cho khả năng khuấy trộn dọc trục là không đáng kể, điều này dẫn đến bài toán đơn giản hơn, ta có: (II.1.13) Điều ta giả thiết đủ lớn là có khả năng vì và trong khoảng 20 < Re < 400 thì có giá trị rất lớn vì: chiều dài thiết bị (L) là khá lớn, từ vài (m) đến vài chục (m), trong khi đó thì đường kính tương đương của phần tử rắn (xúc tác) là rất nhỏ, chỉ vài (mm). Mặt khác, ta có: Như vậy: Nhân cả tử và mẫu của vế trái với q, ta có: Mà , nên suy ra: Lấy tích phân 2 vế của phương trình trên: Suy ra: (II.1.14) Phương trình (2.1.14) cho phép ta xác định thể tích xúc tác cần thiết để chuyển hoá cấu tử thứ k từ nồng độ cho đến độ chuyển hoá uK cần thiết ứng với vận tốc của phản ứng là vận tốc hiệu dụng . 1.3.2 Tính toán thiết bị xúc tác lớp tĩnh đoạn nhiệt: Trên thực tế hầu như không có lớp tĩnh đẳng nhiệt (đẳng nhiệt khi môi trường liên tục là lỏng, nghĩa là truyền nhiệt tốt). Chính vì vậy, ta chia lớp tĩnh thành nhiều lớp mỏng, mỗi lớp hoạt động theo phương thức đoạn nhiệt (nghĩa là không có quá trình trao đổi nhiệt trong nội bộ các lớp), giữa các lớp mỏng có bố trí các thiết bị trao đổi nhiệt gián tiếp. Trong điều kiện như vậy (lớp xúc tác đủ mỏng, cách nhiệt của lớp xúc tác đủ tốt), ta có thể xem như lớp làm việc ở chế độ đoạn nhiệt. Gradient nồng độ và gradient nhiệt độ theo hướng kính bị ảnh hưởng bởi vận tốc dòng (sai khác vận tốc dòng theo hướng kính), và ở những lớp xúc tác mỏng như vậy thường thì tác động của khuyếch tán là theo chiều trục là không đáng kể. Phương trình cân bằng chất có dạng: (II.1.15) Phương trình cân bằng nhiệt có dạng: (không có trao đổi nhiệt cưỡng bức do đoạn nhiệt) (II.1.16) Từ phương trình (II.1.15) ta có: (II.1.17) Nhân cả hai vế của phương trình (II.1.16) với q, ta có: (II.1.18) Xem Cp = Cpo = const, lấy tích phân hai vế của phương trình, ta có: (II.1.19) (II.1.20) Phương trình (II.1.20) biểu thị độ tăng nhiệt độ của khối phản ứng khi đi qua khối xúc tác, DTd đ max khi uK = 1. Qua phương trình này ta cũng thấy rằng: nhiệt độ của lớp xúc tác đoạn nhiệt phụ thuộc tuyến tính vào độ chuyển hoá uk. Do đó, trước khi tính toán thì nhiệm vụ đặt ra là phải thiết lập quan hệ T = f(uK). Mặt khác r=f(u,T). ứng với mỗi nhiệt độ khác nhau, ta tính được một vận tốc hiệu dụng reff. Sau đó ta thay vào phương trình cân bằng chất (II.1.15), ta xác định được một giá trị VR tương ứng. Hay nói một cách khác là ta tích phân phương trình cân bằng chất (II.115) để thu được giá trị thể tích xúc tác VR cần thiết để có thể đạt độ chuyển hoá uK. Việc tính toán thiết bị phản ứng xúc tác dị thể là tiến hành giải đồng thời hai phương trình cân bằng chất (II.1.15) và cân bằng nhiệt (II.1.20). Hiện nay, để giải quyết bài toán này có hai phương pháp: Phương pháp đồ thị Phương pháp số Tuy nhiên việc sử dụng phương pháp đồ thị gặp rất nhiêu khó khăn và có nhiều nhược điểm: Tính toán dài, không đạt được độ chính xác cao Việc vẽ đồ thị rất khó trong việc xác định tỷ lệ tương ứng giữa các trục toạ độ bằng trực quan Thời gian tính toán lâu, kết quả có được không có tính thuyết phục. Với tất cả những nhược điểm trên, kết quả của bài toán là chế độ nhiệt độ và thể tích lớp xúc tác cần thiết cho quá trình chuyển hoá là không được tin cậy, trong khi đó chúng lại đóng vai trò quyết định đến sự thành công của cả dây chuyền sản xuất. Chính vì những lý do đó mà ngày nay, người ta thường sử dụng phương pháp số để tiến hành giải hệ phương trình vi phân đó. Với sự trợ giúp của máy tính, thì phương pháp số khắc phục được các nhược điểm mà khi sử dụng phương pháp đồ thị gặp phải với một số ưu điểm sau đây: Thuận tiện cho việc giải phương trình vi phân Kết quả thu được có độ chính xác cao và đáng tin cậy Nhanh, chương trình tính toán gọn nhẹ Có thể áp dụng được một số phần mềm thông dụng như: Pascan, Matlab CHương II. Tính toán hệ thống thiết bị chuyển hoá CH4 Hệ thống thiết bị chuyển hoá CH4 gồm có : - Thiết bị reforming sơ cấp (primary reformer ) - Thiết bị reforming thứ cấp (second reformer ) Cả hai thiết bị này đều là thiết bị phản ứng xúc tác lớp tĩnh làm việc ở chế độ đẳng nhiệt do đó ta có thể do đó ta dùng phương pháp tính toán đã trình bày ở trên. 2.1 Tính toán cân bằng chất và cân bằng nhiệt 2.1.1 Tính toân các thông số đầu vào Năng suât tối ưu của các nhà máy phân đạm (chẳng hạn ở Việt Nam là nhà máy Phú Mỹ-Bà Rịa Vũng Tàu,..) thường là 1350 tấn NH3/ngày =56,25 tấn NH3/giờ .Hiệu suất của phản ứng tổng hợp NH3 là 14-20% nhưng do có sự tuần hoàn nên có thể coi hiệu suất của phản ứng tổng hợp NH3 khoảng 80-85% Từ phản ứng N2 + 3 H2 = 2NH3 3 mol 34 g Lượng mol H2 cần thiết phải sản xuất cho nhu cầu của phản ứng tổng hợp NH3 (kmol/h) Theo các tài liệu kỹ thuật hiện hành ta có thể lựa chọn tỷ lệ H2O/CH4= 4 :1 và giả thiết như sau [258-III] Hỗn hợp khí Đi vào ống phản ứng Ra khỏi ống phản ứng H2O 4 4-F-G CH4 1 1-F H2 0,05 0,05+3F +G CO 0 F-G CO2 0 G Tổng 5,05 5,05+2F Thành phần hỗn hợp khí dược xác định như sau : ; ; ; ; Xét các phản ứng CH4 + H2O = CO + H2 (II.2.1) CO + H2O = CO2 + H2 (II.2.2) Theo bảng 5.5 [250-III] hằng số cân bằng của phản ứng trên : ; ; Nhiệt độ của phản ứng T= 1100 oK Ta lại có Giải hệ này ta có Theo kết quả ở bảng II.2.1 5,05 mol hỗn hợp 0,05 + 3F + G = 3,03molH2 nhh 6204,044 mol H2 Số mol hỗn hợp (kmol/h) Thành phần hỗn hợp vào Thể tích hỗn hợp ở áp suất P=10 at, T=600oC (m3/h) Thành phần hỗn hợp khí sau thiết bị reforming sơ cấp CH4=0,72% H2O=42,01% H2=43,59% CO=11,8% CO2=1,87% Số mol hỗn hợp khí sau lò thiết bị reforming sơ cấp Thể tích của hỗn hợp khí sau thiết bị reforming sơ cấp ở áp suất P=10 at, T=837oC (m3/h) Sau thiết bị reforming sơ cấp ,người ta còn đưa thêm một lượng CH4 vào để đốt cháy,khi đó nhiệt lượng toả ra dùng để chuyển hoá lượng CH4 (còn lại sau chuyển hoá cấp1) bằng hơi nước trên xúc tác Ni ở 10 at và 1194oC. Các phản ứng chính xảy ra CH4 + H2O =CO +3H2 -205 kJ/mol (II.2.3) CH4 + 2O2 = CO2 +2H2O +802kJ/mol (II.2.4) Ta tính lượng CH4 chuyển hoá bằng hơi nước trong thiết bị thứ cấp ; ; Việc tính toán thành phần hỗn hợp khí sau phản ứng là rất phức tạp, do đó ta phải thực hiện qua phép tính sơ bộ bằng cách giả thiết nhiệt lượng do đốt cháy hoàn toàn CH4 đưa vào là để cung cấp cho phản ứng thu nhiệt (II.2.3) Giả thiết lượng lượng CH4 đưa vào để đốt cháy là x(kmol/h) CH4 + 2O2 = CO2 + 2H2O kmol/h x 2x x x Vậy lượng Nitơ (trong không khí đưa vào ) để đốt cháy là x.79/21 (kmol/h) Vậy lượng các cấu tử sau thiết bị reforming thứ cấp là Thành phần hỗn hợp khí sau thiết bị reforming thứ cấp chỉ tính được sau khi giải bài toán cân bằng nhiệt 2.1.2 Tính toán cân bằng chất Ta biến đổi phương trình động học của phản ứng về dạng Động học của phản ứng được mô tả bằng phương trình Trong đó: tốc độ của phản ứng hằng số tốc độ của phản ứng áp suất riêng phần của CH4 2.1.2.1 Tính toán thiết bị reforming sơ cấp áp suất riêng phần của CH4 tại thời điểm nó đạt độ chuyển hoá F là P là áp suất của hỗn hợp khí phản ứng, P=10 at Chọn cấu tử chìa khoá là CH4, tốc độ của phản ứng tại thời điểm nó đạt độ chuyển hoá là: () Ta có đã có công thức xác định thể tích lớp hạt xúc tác là: Như vậy ta phải biết năng suất mol của cấu tử chìa khoá trước khi đi vào ống phản ứng, phần tính toán các thông số đầu vào ta có Để giải quyết bài toán tính thể tích khối phản ứng ta dùng phần mềm PASCAL: Sử dụng phương pháp tích phân hình thang Sơ đồ thuật toán : ************************* program ref1; var uk,eps,T,h,s1,s2,ss,y,R,TP1,TP2,x1,nko,k,klr,doxop,P :real; i,n :integer; function f(y:real):real ; begin f:=nko*(5.05+2*y)/(k*(1-y)*P*klr*(1-doxop)); end; procedure TPHT(n:integer;var TP:real) ; begin h:=uk/n; s1:=(f(0)+f(uk))/2; s2:=0; TP:=0; for i:=1 to n-1 do begin y:=i*h; s2:=s2+f(y); end; TP:= (s1+s2)*h; end; begin nko:=2047334;klr:=1050;doxop:=0.53; P:=10; uk:=0.952; eps:=0.0001; R:=8.314 ; T:=1100; k:=2.03*exp(7*ln(10))*exp(-90850/(R*T)); n:=100; repeat TPHT(n,TP1); n:=n*2; TPHT(n,TP2); ss:=abs(TP1-TP2); until ss <= eps; writeln('gia tri cua the tich xuc tac cua lo ong: ',TP1:10:50); readln; end. ************************* Kết quả chạy chương trình như sau: Gia tri cua the tich xuc tac cua lo ong: 8.21839297090 ************************* Như vậy với hệ số sử dụng của xúc tác là Ta sẽ có thể tích thực của xúc tác là Với một ống có đường kính trong d=0,142 m,chiều dài L=11m Ta sẽ tính được số ống là ống 2.1.2.2 Tính toán cho thiết bị reforming thứ cấp Từ thành phần hỗn hợp khí ra khỏi thiết bị reforming sơ cấp, giả sử ở thời điểm bất kỳ độ chuyển hoá CH4 đạt được là F, ta có quy đổi như sau Hỗn hợp khí Vào thiết bị thứ cấp Ra khỏi thiết bị thứ cấp CH4 1 1-F H2O 237,88 237,88-F H2 263,41 263,41+3F CO 69,41 69,41+F CO2 11 11 Tổng 582,7 582,7+2F áp suất riêng phần của CH4 tại thời điểm nó đạt độ chuyển hoá F là P là áp suất của hỗn hợp khí phản ứng, P=10 at Độ chuyển hoá của CH4 ở thiết bị reforming thứ cấp tính với lượng CH4 vào và ra khỏi thiết bị thứ cấp là Chọn cấu tử chìa khoá là CH4, tốc độ của phản ứng tại thời điểm nó đạt độ chuyển hoá là: () Ta có công thức xác định thể tích lớp hạt xúc tác là: Như vậy ta phải biết năng suất mol của cấu tử chìa khoá trước khi đi vào thiết bị thứ cấp, phần tính toán các thông số đầu vào ta có Để giải quyết bài toán tính thể tích khối phản ứng ta dùng phần mềm PASCAL: Sử dụng phương pháp tích phân hình thang ********************** program ref2; var uk,eps,T,h,s1,s2,ss,y,R,TP1,TP2,x1,nko,k,klr,doxop,P :real; i,n :integer; function f(y:real):real ; begin f:=nko*(582.7+2*y)/(k*(1-y)*P*klr*(1-doxop)); end; procedure TPHT(n:integer;var TP:real) ; begin h:=uk/n; s1:=(f(0)+f(uk))/2; s2:=0; TP:=0; for i:=1 to n-1 do begin y:=i*h; s2:=s2+f(y); end; TP:= (s1+s2)*h; end; begin nko:=102476;klr:=1050;doxop:=0.53; P:=10; uk:=0.7603; eps:=0.0001; R:=8.314 ; T:=1100; k:=2.03*exp(7*ln(10))*exp(-90850/(R*T)); n:=100; repeat TPHT(n,TP1); n:=n*2; TPHT(n,TP2); ss:=abs(TP1-TP2); until ss <= eps; writeln('gia tri cua the tich xuc tac cua lo ong: ',TP1:10:50); readln; end. ***************************** Kết quả chạy chương trình như sau: gia tri cua the tich xuc tac cua lo buong: 5.58264420500 ***************************** Với hệ số sử dụng của xúc tác ta tính được thể tích thực của xúc tác VR= 27,76(m3) 2.1.3 Tính toán cân bằng nhiệt 2.1.3.1 Tính cân bằng nhiệt cho buồng bức xạ của thiết bị sơ cấp Ta có phương trình cân bằng nhiệt cho các ống phản ứng Trong đó :entanpi của hỗn hợp khí ra khỏi ống phản ứng :entanpi của hỗn hợp khí vào ống phản ứng Qp :nhiệt lượng của phản ứng ở lò ống Qcc :nhiệt lượngcần cung cấp cho phản ứng ở lò ống Hỗn hợp khí vào Nhiệt dung riêng của hỗn hợp khí vào ở 873o K theo bảng 6 PL [526- XVII] Khí CH4 H2O H2 Cp (kJ/kmol.K) 30,192 65,441 39,393 Entanpi của hỗn hợp khí vào Hỗn hợp khí ra CH4=0,72%, H2O=42,01, H2=43,59%, CO=11,8%, CO2=1,87% Nhiệt dung riêng của hỗn hợp khí ra ở 1110oK theo bảng 6 PL [526- XVII] Khí CH4 H2O H2 CO CO2 Cp(kJ/kmol.K) 74,714 41,915 30,939 32,924 50,482 Tính nhiệt lượng của phản ứng Qp CH4 + H2O = CO +H2 - 205